Разработка контактного метода производства серной кислоты

Аннотация окисление абсорбция серный кислота Рассмотрены физико-химические основы процессы окисления SO₂ в SO₃ в системе двойного контактирования и двойной абсорбции. Определены значения констант равновесия, выхода продукта.

Произведен расчет контактного аппарата двойного контактирования и двойной абсорбции. Составлены материальные и тепловые балансы процессов.

Предложена технологическая схема получения серной кислоты методом двойного контактирования.

Пояснительная записка содержит:

46 листа, 11 таблиц, 14 литературных ссылок

Annotanion

Physical and chemical bases of the oxidation of SO₂ to SO₃ in the system double contact and double absorption. The values of the equilibrium constants and the yield of the product.

The calculation of the contact apparatus in the system double contact and double absorption. The material and heat balances of the processes were drawn up.

The technological schema of the production of sulfuric acid by double contact.

The explanatory report contains 46 pages, 11 tables, 14 literature references.

Содержание Введение

1. Физико-химические основы процесса

2. Выбор оптимальных условий

3. Выбор основного аппарата

4. Принципиальная технологическая схема узла

5. Выбор средств контроля и автоматизации

6. Технологические балансы процесса

6.1 Материальный баланс

6.2 Тепловой баланс

7. Аппаратурные расчеты

7.1 Конструктивный расчет

7.2 Теплотехнические расчеты

7.3 Прочностной расчет

8. Подбор оборудования

9. Основные специфические вредности в производстве и меры защиты от них

10. Вопросы экологической безопасности производства

11. Оценка сырьевых и энергетических затрат

12. Вывод Список использованной литературы Введение Серная кислота является одним из основных продуктов химической промышленности. Это — наиболее сильная и самая дешевая кислота. Серная кислота находит разнообразное применение в нефтяной, металлургической, металлообрабатывающей, текстильной, кожевенной и других отраслях промышленности, используется в качестве водоотнимающего и осушающего средства, применяется в процессах нейтрализации, травления и для многих других целей.

Производство минеральных удобрений является одним из наиболее крупных потребителей серной кислоты. Так, на получение 1 т Р₂О5 в концентрированных фосфорных удобрениях расходуется 2,2—2,5 т, на 1 т сульфата аммония — 0,75 т серной кислоты.

Увеличение выпуска серной кислоты сопровождается усовершенствованием ее технологии, аппаратурного оформления всех стадий производственного процесса, внедрением принципиально новых схем и оригинальных инженерных решений.

С начала разработки контактного метода производства серной кислоты и в процессе его развития сконструировано большое число разнообразных контактных аппаратов. Обширные исследования в области усовершенствования конструкций контактных аппаратов непрерывно проводятся во многих странах, поскольку процесс окисления SО₂ в SО₃ является важнейшей стадией контактного процесса.

Одновременно с повышением эффективности производства на современных сернокислотных системах большое внимание уделяется решению экологических проблем. Так, внедрение процесса двойного контактирования с промежуточной абсорбцией и применение новых высокоактивных катализаторов позволило повысить степень окисления диоксида серы в контактном производстве серной кислоты с 97,5—98,0% ДО 99,7— 99,8%. При этом примерно в 8—10 раз снизилось содержание диоксида серы в выхлопных газах.

Для производства серной кислоты используется довольно широкий ассортимент сырья. Так, наряду с серным колчеданом применяют серу, отходящие серосодержащие газы цветной металлургии, сероводород, гипс, фосфогипс, отработанную серную кислоту и др. Из всех этих видов сырья все возрастающее значение имеет сера.

Развитие производства серной кислоты в настоящее время идет по линии строительства мощных систем, усовершенствования схем производства, интенсификации технологии процесса и аппаратуры, использования для получения серной кислоты серы, содержащейся в отходах различных производств. Большое внимание уделяется расширению ассортимента продукции сернокислотных заводов и повышению ее качества.

Целью проекта является разработка окисления двуокиси серы по системе ДК-ДА с мощности 495 000 т/год.

окисление абсорбция серный кислота

1. Физико-химические основы процесса Реакция окисления оксида серы (IV) до оксида серы (VI), лежащая в основе процесса контактирования обжигового газа, представляет собой гетерогенно-каталитическую, обратимую, изотермическую реакцию и описывается уравнением:

SO₂ + 0,5 O₂ = SO₃,

Это реакция экзотермическая — протекает с выделением тепла. Реакцию ведут с избытком кислорода, поэтому равновесие её смещено вправо.

1.1 Расчет основных термодинамических величин Расчёт всех необходимых величин проводим по основной реакции:

Основные термодинамические величины представлены в таблице 1.

Таблица 1 — Термодинамические величины простых веществ и соединений

Зная теплоты образования веществ для основной реакции определяем и .

(1)

где — энтальпия химической реакции, кДж/моль;

— сумма энтальпий продуктов реакции с учетом стехиометрических коэффициентов, кДж/моль;

— сумма энтальпий исходных веществ реакции с учетом стехиометрических коэффициентов, кДж/моль.

(2)

где — энтропия химической реакции, Дж/(мольК);

— сумма энтропий образования продуктов реакции с учётом их стехиометрических коэффициентов, Дж/(мольК);

— сумма энтропий образования исходных веществ реакции с учётом их стехиометрических коэффициентов, Дж/(мольК).

Находим коэффициенты, ,, по формуле (3):

(3)

где — сумма термодинамических коэффициентов уравнения продуктов реакции с учетом их стереохимических коэффициентов, Дж/(мольК);

— сумма термодинамических коэффициентов уравнения исходных веществ реакции с учетом их стереохимических коэффициентов, Дж/(мольК).

Аналогично для, :

;

Находим изменение энергии Гиббса по формуле (4):

(4)

Тепловой эффект реакции при различных температурах рассчитываем по уравнению:

(5)

где — тепловой эффект химической реакции при данной температуре, Дж/моль;

— тепловой эффект химической реакции при нормальных условиях, Дж/моль;

, — термодинамические коэффициенты уравнения, Дж/(мольК);

T — температура, К.

Аналогично для и

.

Следует отметить, что с ростом температуры величины тепловых эффектов изменяются незначительно и могут считаться постоянными в значительных интервалах изменения температуры.

Для протекающей основной реакции, следовательно, она является экзотермической.

Изменение энтропии при различных температурах рассчитаем по формуле (6):

; (6)

Аналогично для и

.

Произведем расчет энергии Гиббса по формуле (7):

; (7)

;

;

.

Полученные данные сведены в таблицу 2.

Таблица 2 — Зависимость значений изменения энергии Гиббса от температуры

Анализ данных таблицы 2 показывает, что <0, следовательно, процесс может протекать самопроизвольно.

1.2 Расчет константы равновесия реакции Теперь рассчитаем константу равновесия реакции. Константа равновесия реакции К_р является безразмерной величиной, зависящей только от температуры.

В соответствии с уравнением изотермы химической реакции:

(8)

где — энергия Гиббса, Дж/моль;

— универсальная газовая постоянная, 8,314 Дж/мольК;

— температура, К;

— константа равновесия химической реакции, безразмерная величина.

Тогда из уравнения (8) имеем

(9)

где — энергия Гиббса, Дж/моль;

— универсальная газовая постоянная, 8,314 Дж/мольК;

— температура, К;

— константа равновесия химической реакции, безразмерная величина.

Уравнение (9) определяет связь константы равновесия реакции с изменением свободной энтальпии системы.

В соответствии с уравнением (9)

(10)

где — энергия Гиббса, Дж/моль;

— универсальная газовая постоянная, 8,314 Дж/мольК;

— температура, К;

— константа равновесия химической реакции, безразмерная величина.

По данным таблицы 2 для 693 К будем иметь:

Аналогично рассчитываем и с использованием по таблице2. Результаты расчетов приведены в таблице 3.

Таблица 3 — Значения от температуры

1.3 Вычисление равновесного выхода продукта Определяем выход SO₃, если в контактный аппарат поступает 11% оксида серы (IV), 10% кислорода и 79% азота:

было 0,11 0,1 0 0,79 моль стало 0,11−0,11×0,1−0,055×0,11×0,79 моль

(11)

где — разница чисел молей продуктов реакции и исходных веществ, моль;

— сумма молей продуктов реакции, моль;

— сумма молей исходных веществ реакции, моль.

=1−0,5−1=-0,5 моль;

;

.

Для Т=693К =169

методом подбора находим .

Выход будет равен:

(12)

где — равновесный выход продукта, %;

— число молей оксида серы (VI),, найденное подбором, моль;

— число молей оксида серы (VI) по реакции, моль.

Для Т=783К =23,8

.

Для Т=873К =5,4

.

Исходя из расчетов физико-химических величин, делаем вывод, что реакция идет в прямом направлении, и максимальный выход продукта увеличивается с уменьшением температуры.

1.4 Построение диаграммы t-x для четырехстадийного контактирования с промежуточным теплообменом Диаграммы t-x характеризует зависимость температуры от степени превращения для четырехстадийного процесса с промежуточным теплообменом при содержании в газе 11% оксида серы (IV) и 10% кислорода.

Константа равновесия реакции окисления оксида серы (IV) равна

(13)

где — равновесные парциальные давления оксида серы (VI), оксида серы (IV) и кислорода соответственно, Па.

Величина К_р зависит от температуры. Значит значения К_p в интервале температур 390−650єС могут быть вычислены по формуле (14):

lgK_p = 4905/T — 6,1479 (14)

lgK_p = 4905/673 — 6,1479=1,1463; К_р=14,0060;

lgK_p = 4905/723 — 6,1479=0,6422; К_р=4,3873;

lgK_p = 4905/773 — 6,1479=0,2034; К_р=1,5973;

lgK_p = 4905/823 — 6,1479=-0,1882; К_р=0,6573;

lgK_p = 4905/873 — 6,1479=-0,5236; К_р=0,2995.

Определяем равновесную степень превращения Х_Р по формуле :

(15)

где P-общее давление газа, Па;

а — начальное содержание оксида серы (IV) в газовой смеси, объемн.%;

b — начальное содержание кислорода в газовой смеси, объемн.%.

Для Т=400єС=673К методом подбора находим

;

Аналогично рассчитываем X_P для температур 450єС, 500єС, 550єС, 600єС. Полученные данные сводим в таблицу 4.

Таблица 4 — Степень контактирования при различных температурах

Полученные данные по равновесной кривой превращения наносим на диаграмму Х-t.

Увеличение температуры в процессе окисления диоксида серы при адиабатическом процессе выражается уравнением

t_к= t_н + лДх, (16)

где t_к,t_н — конечная и начальная температуры, єC;

лкоэффициент повышения температуры газа при Дх=1 в адиабатических условиях [1];

Дх — повышение степени превращения, доли.

t_к1= 420+302· 0,6=600єС;

t_к2= 420+130· 0,3=459єС;

t_к3= 412+30· 0,06=414єС;

t_к4= 410+15· 0,036=411єС.

По полученным данным наносим на диаграмму Х-t адиабаты контактирования. Это прямые линии, поскольку рост температуры линейно пропорционален достигнутой степени окисления.

Вид уже первой адиабаты показывает, что полностью окислить газ в одном слое катализатора невозможно, газ нужно выводить из контакта с катализатором для охлаждения.

Из диаграммы t-x видно, что при адиабатическом повышение температуры примерно до 600єС степень превращения достигает 0,60. Перед поступлением на второй слой контактной массы газ охлаждается в теплообменнике, что на диаграмме t-x соответствует участку прямой, параллельной оси абсцисс. Газ охлаждается до температуры 420єС.

Во втором слое контактной массы процесс протекает также в адиабатических условиях. Здесь температура повышается до 459єС, а степень превращения достигает 0,90. После второго слоя газ охлаждается до 412єС (новый участок прямой на диаграмме) и поступает в третий слой и т. д.

Таким образом, на каждом слое протекает адиабатический процесс.

2. Обоснование выбора оптимальных условий процесса Таким образом, расчеты показали, что для процесса окисление двуокиси серы по системе ДК-ДА необходимо осуществить выбор оптимальных значений температур проведения процесса.

Температура окисления принимается от 420єС до 600єС, так как температура 420єС — это температура зажигания новейших катализаторов. Ниже 420єС катализаторы автотермично не работают, то есть катализатор настолько малоактивен, что выделяющегося тепла недостаточно для поддержания постоянной температуры газа, газ будет охлаждаться.

Ниже 420єС процесс вести нельзя.

Катализаторы используют насыпные в стационарном слое. Из таких слоев у катализаторов нет возможности отводить тепло, поэтому катализатор нагревается за счет тепла реакции.

В самой горячей точке контактного аппарата катализатор нагревается до 600єС, а предел термостойкости катализатора 600−620єС, далее он спекается, становится плохо проницаемым для газа и неактивным, поэтому процесс невозможно вести под повышенным давлением, так как чем выше давление, тем больше газа окисляется в единице объема катализатора, тем больше опасность спекания катализатора.

Процесс невозможно вести под повышенным давлением, так как чем больше давление, тем больше газ окисляется в единице объема, тем больше опасность спекания катализатора.

Таким образом, реакцию ведут при избытке кислорода, для смещения равновесия в сторону продукта.

Это единственный термодинамический параметр, который используется для смещения равновесия вправо, так как по температуре и давлению процесс ведут в термодинамических невыгодных условиях.

Суть использования системы ДК-ДА в том, что частично окисленный газ выводят в абсорбер, там из него поглощают оксид серы (VI) и газ возвращают обратно на окисление.

Вывод части продукции из сферы реакции смещает равновесие реакции вправо, поэтому общая степень окисления увеличивается и достигает 99,6%.

3. Выбор основного аппарата В процессе окисления диоксида серы широкое применение нашли контактные аппараты, работающие по системе ДК-ДА.

Применение данного вида аппаратов обусловлено:

1. простой их конструкции по сравнению с другими,

2. высокой производительностью, которая достигается благодаря разделению процесса окисления оксида серы (IV) в оксид серы (VI) и процесса теплопередачи,

3. хорошим перемешиванием газа после каждого слоя.

Применяемая схем ДК-ДА, в свою очередь, имеет следующие преимущества:

1. метод ДК позволяет достичь того же минимального содержания оксида серы (IV) в выхлопных газах сернокислотного производства, что и после химической очистки,

2. можно перерабатывать более концентрированные газы, что даёт значительный экономический эффект,

3. этот метод позволяет получить степень конверсии, равную 0,995%-0,999%. Остаточное содержание оксида серы (IV) при этом составляет 0,02%-0,05%.

Исходя из вышесказанного для проведения окисления диоксида серы будем использовать контактный аппарат с выносными теплообменниками, работающий по схеме ДК-ДА, состоящий из четырех слоев. Первые три слоя образуют первую ступень контактирования, четвертый слой образует вторую ступень контактирования.

4. Принципиальная технологическая схема узла Печной газ под газодувкой В-101, охлажденный в парообразователе до 420єС, поступает на первый слой контактного аппарата P-102. Контактный аппарат — это вертикальная колонна, разделенная изнутри горизонтальными перегородками на 4 камеры, в каждой из которых размещен слой катализатора.

В первом слое газ, за счет тепла реакции, нагревается до 600єС и выводится на охлаждение в выносной теплообменник между первым и вторым слоем Т-103. Данный теплообменник служит пароперегревателем котла утилизатора, сюда поступает насыщенный пар из барабана сепаратора котла, а выходит перегретый пар.

Теплообменники между слоями выносятся, а значит, газ после каждого слоя должен выйти из контактного аппарата и вернуться на следующий слой.

Далее, охлажденный газ до 420єС поступает на второй слой и также выводится на охлаждение в теплообменник между вторым и третьим слоями Т-104. Затем охлажденный газ поступает на третий слой, после чего, охлаждаясь в теплообменнике, поступает на первую стадию абсорбции.

Теплообменники между вторым и третьим слоем Т-104, третьим и четвертым слоем Т-106 — это рекуперационные теплообменники, то есть теплообменники, которые рекуперируют тепло, возвращают тепло газу, который идет с промежуточного абсорбера К-107.

В этих теплообменниках газ охлаждается газом, который возвращается с абсорбера К-107.

Обычно не хватает газа, идущего из абсорбера и этим газом не удается охладить газ, газ идущий на абсорбцию, поэтому устанавливается дополнительный экономайзер котла утилизатора Т-105.

За счет теплообмена с этим более холодным газом, газ возвращающийся с абсорбера нагревается до температуры зажигания и поступает на четвертый слой контактного аппарата.

После четвертого слоя газ имеет температуру 411єС и поэтому он охлаждается котловой водой в экономайзере Т-111 и поступает на вторую стадию абсорбции.

5. Выбор средства контроля и автоматизации В контактном отделении целью контроля является расход воздуха, подаваемого в систему, параметры технологического газа, температуры по слоям контактного аппарата, выхлопные газы, выбрасываемые в атмосферу.

Целью контроля является избежать сплавления катализатора, поэтому контролируем температуру после первого слоя. Если газ перегревается, то необходимо увеличить коэффициент избытка воздуха на печи; в случае аварийной ситуации устанавливаем холодный байпас, который подает дополнительный воздух только в аварийной ситуации.

Выбор средств контроля и автоматизации проводим по рекомендациям[5]. Данные заносим в таблицу 5.

Таблица 5 — КИП и средства автоматического регулирования процесса

6. Технологические балансы процесса

6.1 Материальный баланс Материальный баланс контактного аппарата Исходные данные:

Производительность системы: 495 000 т/год в пересчете на моногидрат.

Концентрация диоксида серы в газе 11%, кислорода 10%.

· Количество диоксида серы, поступающего в аппарата:

14 022,9 нм³/ч или 40 980,1 кг/ч

· Степень превращения SO₂ в SO₃ в контактном аппарате:

I слой: 60,0%;

II слой: 90,0%;

III слой: 96,0%;

IY слой: 90,0%.

· Общая степень превращения оксида серы (IV) в оксида серы (VI) в контактном аппарате: 99,60%.

Объем газа, поступающего в контактный аппарат:

V= нм³/ч, (17)

где 495 000 — производительность по серной кислоте, т/год;

21,9 — мольный объем оксида серы (IV);

330 и 24 — число рабочих дней в году и часов в сутках;

0,996 -степень превращения, д.е.;

98- молекулярная масса серной кислоты;

0,11 — содержание оксида серы (IV) в газе.

Количество оксида серы (IV), поступающее в контактный аппарат:

11 127 481/100=14 022,9 нм³/час или 40 980,1 кг/ч Количество кислорода, поступающее в контактный аппарат:

10 127 481/100=12 748,1 нм³/час или 18 211,5 кг/ч Количество азота, поступающее в контактный аппарат:

79 127 481/100=100 710,1 нм³/час или 112 399,7,1 кг/ч Первый слой.

1. Количество оксида серы (IV), превратившееся в оксида серы (VI):

40 980,10,60=24 588,1 кг/ч.

2. Количество оксида серы (IV), в газе уходящем из первого слоя:

40 980,1−24 588,1=16 392 кг/ч.

3. Количество оксида серы (VI), образовавшееся в слое:

24 588,1(80/64) =30 735,1 кг/ч.

4. Количество кислорода, пошедшего на образование оксида серы (VI):

30 735,1−24 588,1=6147 кг/ч.

5. Количество кислорода, оставшегося в газе:

18 211,5−6147=12 064,6 кг/ч.

Второй слой.

1. Количество оксида серы (IV), превратившееся в оксида серы (VI):

40 980,10,90=36 882,1 кг/ч.

2. Количество оксида серы (IV), в газе уходящем из второго слоя:

40 980,1−36 882,1=4098 кг/ч.

3. Количество оксида серы (VI), образовавшееся в слое:

36 882,1(80/64)=46 102,6 кг/ч.

4. Количество кислорода, пошедшего на образование оксида серы (VI):

46 102,6−36 882,1=9220,5 кг/ч.

5. Количество кислорода, оставшегося в газе:

18 211,5−9220,5=8991 кг/ч.

Третий слой.

1. Количество оксида серы (IV), превратившееся в оксида серы (VI):

40 980,10,96=39 340,9 кг/ч.

2. Количество оксида серы (IV), в газе уходящем из третьего слоя:

40 980,1−39 340,9=1639,2 кг/ч.

3. Количество оксида серы (VI), образовавшееся в слое:

39 340,9(80/64)=49 176,1 кг/ч.

4. Количество кислорода, пошедшего на образование оксида серы (VI):

49 176,1−39 340,9=9835,2 кг/ч.

5. Количество кислорода, оставшегося в газе:

18 211,5−9835,2=8376,3 кг/ч.

На первой ступени абсорбции поглотится оксида серы (VI):

49 176,1· 0,9=44 258,5 кг/ч.

Количество непоглощенного оксида серы (VI):

49 176,1−44 258,5=4917,6 кг/ч.

Четвертый слой.

1. Количество оксида серы (IV), превратившееся в оксида серы (VI):

1639,20,9=1475,3 кг/ч.

2. Количество оксида серы (IV), в газе уходящем из четвертого слоя:

1639,2−1475,3=163,9 кг/ч.

3. Количество оксида серы (VI), образовавшееся в слое:

1475,3(80/64)=1844,1 кг/ч.

4. Количество кислорода, пошедшего на образование оксида серы (VI):

1844,1−1475,3=368,8 кг/ч.

5. Количество кислорода, оставшегося в газе:

8376,3−368,8=8007,5 кг/ч.

В результате контактирования окислилось 99,6% двуокиси серы, не окислилось 0,4% двуокиси серы.

Результаты вычислений заносим в таблицу 6.

Таблица 6 — Сводный материальный баланс контактного аппарата

Материальный баланс моногидратного абсорбера Исходные данные:

Количество поступающего на абсорбцию газа: 120 903,7 м³/с;

Содержание оксида серы (VI) в поступающем газе: 49 176,1 кг/ч;

Степень извлечения оксида серы (VI) из газа: 90%.

Выбираем приведенную скорость газа (при н.у.) 0,7 м/с и определяем необходимую площадь поперечного сечения абсорбера

чему соответствует диаметр 8 м.

Принимаем абсорбер диаметром 8 м, площадью сечения 50 м².

Принимаем плотность орошения 10 м³/ч, тогда количество орошения составит 10· 50=500 м³/ч при плотности моногидрата 1800 кг/м³

L=500· 1800=900 000 кг/ч.

Количество поглощенного оксида серы (VI) составит:

0,90· 49 176,1=44 258,5 кг/ч.

Приходит по газовой фазе 900 000 кг/ч серной кислоты, так как серная кислота 98,3%-ная, то воды в ней 1,7% - 15 564,5 кг/ч, а значит кислоты:

900 000−15 564,5=884 435,5 кг/ч.

Количество непоглощенного оксида серы (VI)

49 176,1−44 258,5=4917,6 кг/ч.

Количество образовавшейся серной кислоты

900 000+44258,5=944 258,5 кг/ч;

в том числе воды, если на 80 кг оксида серы (VI) необходимо 18 кг воды, то на 44 258,5 кг необходимо 9958,2 кг воды. Тогда количество воды составит:

15 564,5−9958,2=5606,3 кг/ч;

тогда количество безводной серной кислоты составит:

944 258,5−5606,3=938 652,2 кг/ч.

Результаты расчета сведем в таблицу 7.

Таблица 7 — Сводный материальный баланс моногидратного абсорбера

6.2 Тепловой баланс Тепловой баланс контактного аппарата Условие теплового баланса:

Q_прих=Q_расх; (18)

Q_(прих)i=Q₁+Q₂, (19)

где Q₁ — физическое тепло, поступающее в i-слой контактного аппарата с газами при температуре t_вх, кДж;

Q₁=, (21)

где, , , — физическое тепло компонентов газовой смеси, кДж/ч:

; (22)

;

где, , — теплоемкости газовых компонентов при t_вх, кДж/(кг· гр) [1];

, — количество компонента, пришедшего в аппарат (из материального баланса), кг/ч;

t_вх — температура газа на входе в i-слой, єС.

Q₂ — тепло экзотермической реакции в i-слое при окисление оксида серы (IV) в оксид серы (VI), кДж.

Q₂=, (23)

где — тепловой эффект реакции окисления, кДж/моль;

— масса окислившегося диоксида серы в i-слое, кг/ч;

— молекулярная масса диоксида серы, г/моль.

Q_расх=Q₃+Q₄, (24)

где Q₃ — физическое тепло, уносимое из i-слоя контактного аппарата с газами при температуре t_вых, кДж;

Q₃=, (25)

где, , , — физическое тепло компонентов газовой смеси, кДж/ч:

; (26)

;

где, , — теплоемкости газовых компонентов при t_вых, кДж/(кг· гр) [1];

, — количество компонента, уходящего из аппарата (из материального баланса), кг/ч;

t_вых — температура газа на выходе из i-слоя, єС.

Q₄ — потери тепла в окружающую среду. Потерями тепла в окружающую среду пренебрегаем.

Исходные данные:

Температура газа на входе, t_вх, ^оС: в 1-ый слой — 420,

во 2-ой слой — 420,

в 3-ий слой — 412,

в 4-ый слой — 410.

Разность степеней контактирования по слоям, х, д.е.:

0,60;

0,30;

0,06;

0,90.

Первый слой.

t_вх = 420 ⁰С, х=0,60.

Приход тепла.

1) С обжиговым газом:

Q₁= (40 980,10,783+18 211,51,023+112 399,71,082)420=72 380 388 кДж/ч.

2) Тепло выделяющееся при окислении оксида серы (IV) в оксид серы (VI):

=40 980,1· 0,6=24 588,1 кг/ч;

Q₂ = (96 000 24 588,1)/64=36 882 150 кДж/ч.

Q_(прих)1=72 380 388+36882150=109 262 538 кДж/ч.

Расход тепла.

Тепло, уносимое отходящими газами:

Обозначим температуру газа, покидающего первый слой контактной массы через t_вых, получим количество тепла, уносимое с газами:

Q_расх=(163 920,825+30 735,10,997+12 064,61,068+112 399,71,129) t_вых =

=183 950· t_вых кДж/ч.

Составим уравнение теплового баланса первого слоя катализатора:

109 262 538=183950· t_вых.

Температура газа, выходящая из первого слоя будет:

t_вых=109 262 538/183950=593,9єС, значит Q_расх=109 262 538 кДж/ч.

Сходимость полученного значения температуры с найденным ранее (600єС) вполне удовлетворительна.

После первого слоя газ направляется в пароперегреватель. Охладившись там до 420єС, он возвращается во второй слой контактного аппарата.

Второй слой.

t_вх = 420 ⁰С, х=0,30.

Приход тепла.

1) С обжиговым газом:

Q₁= (163 920,783+30 735.110,922+12 064.61,023+112 399.7· 1.082)420=

=73 555 132 кДж/ч.

2) Тепло выделяющееся при окислении оксида серы (IV) в оксид серы (VI):

=16 392· 0,3=4917,6 кг/ч;

Q₂ = (96 000 4917,6)/64=7 376 400 кДж/ч.

Q_(прих)2=73 555 132+7376400=80 931 532 кДж/ч.

Расход тепла.

1) Тепло, уносимое отходящими газами:

Обозначим температуру газа, покидающего второй слой контактной массы через t_вых, получим количество тепла, уносимое с газами:

Q_расх=(40 980,808+46 102,60,964+89 911,048+112 399,71,106) t_вых =

181 508· t_вых кДж/ч.

Составим уравнение теплового баланса второго слоя катализатора:

80 931 532=181508· t_вых.

Температура газа, выходящая из второго слоя будет:

t_вых=80 931 532/181508=446єС, значит Q_расх=80 931 532 кДж/ч.

Сходимость полученного значения температуры с найденным ранее (459єС) вполне удовлетворительна.

После второго слоя газ направляется в рекуперационный теплообменник. Охладившись там до 412єС, он возвращается на третий слой контактного аппарата.

Третий слой.

t_вх = 412 ⁰С, х=0,06.

Приход тепла.

1) С обжиговым газом:

Q₁= (40 980,783+46 102,60,922+89 911,023+112 399.7· 1.082)412=

=72 730 195 кДж/ч.

2) Тепло выделяющееся при окислении оксида серы (IV) в оксид серы (VI):

=4098· 0,06=245,88 кг/ч;

Q₂ = (96 000 245,88)/64=368 820 кДж/ч.

Q_(прих)3=72 730 195+368820=73 099 015 кДж/ч.

Расход тепла.

1) Тепло, уносимое отходящими газами:

Обозначим температуру газа, покидающего третий слой контактной массы через t_вых, получим количество тепла, уносимое с газами:

Q_расх=(1639,20,783+49 176,10,992+8376,31,023+112 399,71,082) t_вых =

176 809· t_вых кДж/ч.

Составим уравнение теплового баланса второго слоя катализатора:

73 099 015=176809· t_вых.

Температура газа, выходящая из третьего слоя будет:

t_вых=73 099 015/176809=413,4єС, значит Q_расх=73 099 015 кДж/ч.

Сходимость полученного значения температуры с найденным ранее (413,8єС) вполне удовлетворительна.

После третьего слоя газ проходит экономайзер и рекуперационный теплообменник. Охладившись там до 120єС, он направляется на первую стадию абсорбции. После первой стадии абсорбции газ имеет температуру 60єС, он нагревается в рекуперационных теплообменниках до 410єС и поступает на четвертый слой контактного аппарата.

Четвертый слой.

t_вх = 412 ⁰С, х=0,90.

Приход тепла.

1) С обжиговым газом:

Q₁= (1639,20,783+4917,60,922+8376,31,023+112 399.7· 1,082)410=

=55 761 209 кДж/ч.

2) Тепло выделяющееся при окислении оксида серы (IV) в оксид серы (VI):

=1639,2· 0,036=59,01 кг/ч;

Q₂ = (96 000 59,01)/64=88 516,8 кДж/ч.

Q_(прих)4 =55 761 209+88516,8=55 849 725,8 кДж/ч.

Расход тепла.

1) Тепло, уносимое отходящими газами:

Обозначим температуру газа, покидающего четвертый слой контактной массы через t_вых, получим количество тепла, уносимое с газами:

Q_расх=(163,90,783+6761,70,992+8007,51,023+112 399,71,082) t_вых =

136 170· t_вых кДж/ч.

Составим уравнение теплового баланса второго слоя катализатора:

55 849 725,8=136 170· t_вых.

Температура газа, выходящая из четвертого слоя будет:

t_вых=55 849 725,8/136 170=410,5єС, значит Q_расх=55 849 725 кДж/ч.

Сходимость полученного значения температуры с найденным ранее (411єС) вполне удовлетворительна.

После четвертого слоя газ проходит экономайзер. Охладившись там до 120єС, он направляется на вторую стадию абсорбции.

Результаты полученных данных заносим в таблицу 8.

Таблица 8 — Тепловой баланс контактного аппарата

Тепловой баланс теплообменников Теплообменник между первым и вторым слоем.

Данный теплообменник служит пароперегревателем котла утилизатора. Сюда поступает насыщенный пар из барабана сепаратора, а выходит перегретый пар.

Приход тепла.

Количество тепла, приносимое газовой смесью в пароперегреватель котла-утилизатора: Q₃=109 262 538 кДж/ч.

Расход тепла.

Количество тепла, уносимое газовой смесью из пароперегревателя котла-утилизатора: Q₁=73 555 132 кДж/ч.

Потери тепла в окружающую среду.

Потери тепла в окружающую среду принимаем 0,1%, тогда количество потерь составит: Q_п=109 262 538· 0,001=109 262,5 кДж/ч.

Количество тепла перегретого пара:

Q₅=109 262 538−73 555 132−109 262.5=35 598 144 кДж/ч.

Теплообменники после второго и третьего слоя.

После второго и третьего слоя установлены рекуперационные теплообменники, которые связаны между собой. Они служат для обратного нагрева газа, который возвращается с абсорбера, куда он поступает после третьего слоя контактной массы.

Теплообменник между вторым и третьим слоем.

Тепло, приходящее после второго слоя: Q₃=80 931 532 кДж/ч.

Тепло, уходящее на третий слой: Q₁=72 730 195 кДж/ч.

Тепло, уходящее на четвертый слой: Q₁=55 761 209 кДж/ч.

Потери тепла в окружающую среду.

Потери тепла в окружающую среду принимаем 0,1%, тогда количество потерь составит: Q_п=(55 761 209+72730195)· 0,001=128 491 кДж/ч.

Количество тепла приходящее из третьего теплообменника

80 931 532+Q=55 761 209+72730195+128 491

Q=47 688 363 кДж/ч.

Теплообменник между третьим и четвертым слоем.

После третьего слоя перед теплообменником устанавливаем дополнительный экономайзер.

Количество тепла, приходящее после третьего слоя: Q₃=73 099 015 кДж/ч.

Количество тепла, уходящее во второй теплообменник: Q=47 688 363кДж, ч.

Тепло, уходящее в абсорбер:

Q= (1639,20,662+49 176,10,893+8376,30,934+112 399.7· 1,044)120=

=20 419 589 кДж/ч.

Тепло, приходящее из абсорбера:

Q= (1639,20,632+4917,60,883+8376,30,924+112 399.7· 1,040)60=

=7 800 816 кДж/ч.

Потери тепла в окружающую среду.

Потери тепла в окружающую среду принимаем 0,1%, тогда количество потерь составит: Q_п=(73 099 015+7800816)· 0,001=80 899,8 кДж/ч.

Тепло, отводимое в дополнительный экономайзер:

73 099 015+7800816=47 688 363+20419589+80 899,8+Q

Q=12 710 979,2 кДж/ч Теплообменник после четвертого слоя.

Количество тепла, приходящего с газовой смесью на четвертый слой: Q₃=55 849 725,8 кДж/ч.

Количество тепла, отводимое на вторую стадию абсорбции:

Q=55 849 725,8· 150/411=20 284 404 кДж/ч.

Потери тепла в окружающую среду.

Потери тепла в окружающую среду принимаем 0,1%, тогда количество потерь составит: Q_п=55 849 725,8· 0,001=55 849,7 кДж/ч.

Количество тепла, уносимое водой, которая идет в цикл орошения котла утилизатора:

Q=55 849 725,8−20 284 404−55 849,7=35 509 472,1 кДж/ч.

Результаты полученных данных заносим в таблицу 9.

Таблица 9 — Тепловой баланс теплообменников

7. Аппаратурные расчеты

7.1 Конструктивный расчет Исходные данные:

Производительность: А — 495 000 т/год = 62,5 т/ч, H₂SO₄.

Концентрация: SO₂ в газе — 11% об.

O₂ в газе — 10% об.

Объем газа V = 127 481,1 м³/ч = 35,41 м³/с.

Конечная степень превращения — 99,6%.

Общее давление Р, Па — 10⁵.

Четырехслойный контактный аппарат с промежуточным теплообменом загружен гранулированной контактной массой и работает по режиму, представленному в таблице 10.

Таблица 10 — Режим работы контактного аппарата

Определение оптимальных температур контактирования

T_опт=, (27)

где х — достигаемая степень превращения, д.е.;

b — начальная концентрация O₂, % об.;

а — начальная концентрация SO₂, % об.

Оптимальная температура в первом слое:

t_опт=.

Оптимальная температура во втором слое:

t_опт=.

Оптимальная температура в третьем слое:

t_опт=.

Оптимальная температура в четвертом слое:

t_опт=.

Расчет времени контактирования Слой разбиваем на четыре участка. Степень превращения на каждом участке принимаем соответственно: 0,12; 0,32; 0,52; 0,60.

Для первого участка имеем:

а=0,11; t_н=420 ^оС; х=0,12;

в=0,10; Р=10⁵Па; х=0,12.

Определяем конечную температуру на первом участке первого слоя:

t_к = t_н+х, (28)

где t_к, t_н, — конечная и начальная температуры, ^оС;

— коэффициент повышения температуры газа при х=1 в адиабатических условиях, град.

T_к =420+3020,12=456,24 ^оС=729,24 К.

Константа скорости окисления SO₂ в SO₃ рассчитывается по уравнению:

К=К^ое^-Е/RT, (29)

где К — константа скорости окисления, Па^-1 с^-1;

К^о — предъэкспонента; К^о=0,225 [1];

Е — энергия активации, Дж/моль;

R — универсальная газовая постоянная, 8,326 Дж/моль К;

Т — абсолютная температура, К.

К=0,225е^{-59 871/8,326729,24}=1,1710^-5 Па^-1 с^-1.

Реакция окисления SO₂ в SO₃ обратима. Константа равновесия К_р этой реакции также зависит от температуры и в интервале 390 — 650 ^оС может быть вычислена по эмпирическому уравнению:

lg K_p= (30)

lg K_p=,

K_p=0,379.

Время контактирования на первом участке первого слоя определяем по уравнению:

(31)

где — время контактирования, с.;

х — степень превращения, д. е.;

а — концентрация SO₂ в газе, д. е.;

в — концентрация O₂ в газе, д. е.;

К — константа скорости реакции, Па^-1 с^-1;

Р — общее давление, Па.

(32)

.

с.

Для второго участка первого слоя:

а=0,11; t_н=456 ^оС; х=0,32;

в=0,10; Р=10⁵ Па; х=0,2.

T_к =456+3020,2=516,4 ^оС=789,4 К.

К=0,225е^{-59 871/8,326789,4}=2,48 10^-5 Па^-1 с^-1.

lg K_p=;

K_p=0,116.

.

с.

Для третьего участка первого слоя:

а=0,11; t_н=516,4 ^оС; х=0,52;

в=0,10; Р=10⁵ Па; х=0,2.

T_к =516,4+3020,2=576,8 ^оС=849,8 К.

К=0,225е^{-59 871/8,326849,8}=4,75 10^-5 Па^-1 с^-1.

lg K_p=;

K_p=0,042.

.

с.

Для четвертого участка первого слоя:

а=0,11; t_н=576 ^оС; х=0,6;

в=0,10; Р=10⁵ Па; х=0,08.

T_к =576+3020,08=600,16 ^оС=873,16 К.

К=0,225е^{-59 871/8,326873,16}=5,96 10^-5 Па^-1 с^-1.

lg K_p=;

K_p=0,029.

.

с.

Аналогично выполняются расчеты для других слоев катализаторной массы. Результаты расчетов времени контактирования приведены в таблице11.

Таблица 11 — Результаты расчетов времени контактирования

С увеличением числа участков на каждом слое общее время контакта снижается.

Объем контактной массы Объем контактной массы определяем, принимая значения коэффициентов запаса в соответствии с конструкцией контактного аппарата:

V=kV, (33)

где V — объем газа при нормальных условиях, м³/с;

— время контактирования в слое, с;

k — коэффициент запаса.

V₁=435,410,483=68.41 м³;

V₂= 235,410,676=47,87 м³;

V₃= 1.335,410,877=40,37 м³;

V₄= 1,3535,411,316=62,90 м³;

Всего: 219,55 м³.

Площадь каждого слоя контактной массы определяем по уравнению:

F=V/3600, (34)

где V — объем газа при нормальных условиях, м³/с;

— фиктивная скорость газа при нормальных условиях, м³/с; принимаем

=0,3 м³/с.

F₁=F₂=F₃=F₄=F₅= м².

Следовательно, внутренний диаметр контактного аппарата будет равен:

D= (35)

D==12,26 м².

С практики химической технологии обнаружено, что мы технологически не умеем распределять газ в аппаратах диаметром больше 8 метров. Поэтому, принимаем к установке два контактных аппарата, каждый площадью по 60 м², тогда получим радиус каждого аппарата 4,36 м, соответственно диаметр 8,7 м.

Высота слоев контактной массы составит:

h₁= м;

h₂= м;

h₃= м;

h₄= м;

Общая высота слоев: 1,86 м По практическим данным принимаем пространство над слоями 0,5 радиуса, под слоями ј радиуса.

Пространство над первым, вторым, третьим, четвертым слоем:

0,5R=0,5· 4,36=2,18 м.

Пространство под первым, вторым, третьим, четвертым слоем:

¼R=¼· 4,36=1,09 м.

Отсюда общая высота аппарата:

2,18· 4+1,09·4+1,86=15 м.

Гидравлическое сопротивление слоев контактной массы определяем по уравнению:

(36)

где А=500 — для массы БАВ с гранулами 5 мм [1];

w — скорость газа при средней температуре в первом слое;

м/с (37)

с — плотность газа при средней температуре в первом слое;

. (38)

Аналогично рассчитываем, , :

=754,09 Па;

=625,35 Па;

=974,81 Па.

Общее сопротивление контактной массы:

=1066,77+754,09+625,35+974,81=3421,02 Па.

Принятые в данном расчете температура газа на входе в каждый слой и степень превращения как после каждого слоя, так и после каждого участка, установлены путем предварительных расчетов таким образом, чтобы общее время контакта для всего контактного аппарата приближалось к минимальному значению.

7.2 Теплотехнический расчет В качестве теплотехнического расчета рассчитаем теплообменник между первым и вторым слоем — пароперегреватель.

Величина максимальной теплообменной поверхности:

(39)

где Q — количество тепла, отведенное в теплообменник (из теплового баланса), Вт;

k — ориентировочное значение коэффициента теплопередачи, Вт/(м²· К);

k=10 Вт/(м²· К) [6];

Дt_ср — средняя разность температур, К; Дt_ср=180єС.

м².

Так как в схеме два пароперегревателя, то величина максимальной теплообменной поверхности для одного теплообменника 1094,78 м².

7.3 Прочностной расчет В прочностном расчете рассчитываем толщины обечайки.

Определяем допускаемое напряжение для материала:

[у]=з· у^* (40)

где зкоэффициент; з=1.

у^*— нормативное допускаемое напряжение при 50расч<100 ⁰С, МПа (сталь марки Ст3сп); у^*=133МПа

[у]=1· 134=134 МПа Толщину обечаек определяют в соответствии с ГОСТ 14 292–80.

Определим исполнительную толщину тонкостенной гладкой цилиндрической обечайки, нагруженной внутренним избыточным давлением

(41)

где P — избыточное давление в колонне, МПа;

P=

ц — коэффициент прочности сварных швов; ц=1;

С — прибавка к расчетным толщинам элементов, С=С₁+С₂+С₃ (42)

Так как С₂ и С₃ невелики, то их не учитывают, гораздо существеннее прибавка С₁ для компенсации коррозии или эрозии элементов сосуда или аппарата. Тогда:

С=С₁=П· Т_а (43)

где П — скорость коррозии или эрозии; П=0,1мм/год;

Т_а — срок службы аппарата, Т_а=10лет.

С=0,1· 10=1мм

мм Эта формула применима при следующем условии: для труб и обечаек D?200мм должно соблюдаться условие:

(44)

Принимаем толщину стенок обечаек равной 5 мм.

8. Подбор оборудования

8.1 Расчет теплообменника Рассчитываем теплообменник после первого слоя.

F_max=1094,78 м² (из теплотехнического расчета) Подбираем теплообменный аппарат:

Число труб 25×2 мм, обеспечивающих объёмный расход:

n'=, (45)

где V — расход газа на второй слой; V=123 370,2нм³/ч (из материального баланса);

— фиктивная скорость газа, м/с;

n'==1184,34

Условию n<1184,34 и F<1094,78 м² удовлетворяет теплообменный аппарат двухходовой диаметром 3600 мм с числом труб на один ход трубного пространства n=3249.

Значит принимаем по ГОСТ 15 118- 79 двухходовой теплообменный аппарат типа КН со следующими характеристиками: диаметр труб d=25×2 мм; внутренний диаметр кожуха D=3600мм; число труб обшее-3249; длина труб L=6м; поверхность теплообмена F = 1530 м².

8.2 Расчет абсорбера Рассчитываем промежуточный моногидратный абсорбер.

Выбираем приведенную скорость газа (при н. у) 0,7 м/м и определяем необходимую площадь поперечного сечения абсорбера:

?50м².

Принимаем абсорбер диаметром 8 м, площадью сечения 50 м².

Определяем поверхность насадки из основного уравнения массопередач:

Q=КFДp, (46)

где Q — количество абсорбируемого диоксида серы (VI), кг/ч;

К — коэффициент абсорбции, кг/(м²· ч·Па);

F — поверхность насадки, м²;

Дp — движущая сила абсорбции, Па.

Коэффициент абсорбции при поглощении диоксида серы (VI) серной кислотой можно определить:

K=K₀· w^0,8, (47)

где K₀ — коэффициент, зависящий от концентрации и температуры; при 60єС и концентрации 98,3% серной кислоты величина K₀ составляет 1,3· 10^-3;

w — фактическая скорость газа в абсорбере, м/с.

Принимаем фактическую скорость газа в абсорбере 0,7 м/с.

K=1,3· 10^-3·0,7=0,91·10^-3.

Принимаем насадку 50×50, для них удельная поверхность составит:

V_удел.=2000/100=20м³+20%

Определяем высоту насадки

(48)

где S_раб.с. — рабочее сечение абсорбера, м².

Принимаем абсорбер диаметром 8 м, высота насадки абсорбера 27 м.

9. Основные специфические вредности в производстве и меры защиты от них Производство серной кислоты характеризуется наличием большого количества опасных веществ:

— отравляющих и удушающих газов (диоксид и триоксид серы, природный газ),

— концентрированной серной кислоты, жидкой серы, а также использованием различного оборудования с движущимися механизмами и токоприемными устройствами. Поэтому, нарушения правил эксплуатации оборудования, техники безопасности, пожарной безопасности, норм технологического режима могут стать причинами аварий и травматизма. Особенно строго должны соблюдаться правила техники безопасности при проведении ремонтных, монтажных и очистных работ.